设计年产五万吨合成氨合成工段

1、目录中文摘要1英文摘要21 引言31.1 氨的基本用途31.2 合成氨技术的发展趋势41.3 合成氨常见工艺方法41.3.1 高压法51.3.2 中压法51.3.3 低压法51.4 设计条件51.5 物料流程示意图62 物料衡算82.1 合成塔入口气组成82.2 合成塔出口气组成82.3 合成率计算92.4 氨分离器出口气液组成计算102.5 冷交换器分离出的液体组成132.6 液氨贮槽驰放气和液相组成的计算132.7 液氨贮槽物料衡算152.8 合成循环回路总物料衡算173 能量衡算283.1 合成塔能量衡算283.2废热锅炉能量衡算303.3 热交换器能量衡算313.4 软水预热器能量衡算

2、323.5 水冷却器和氨分离器能量衡算333.6 循环压缩机能量衡算353.7 冷交换器与氨冷器能量衡算363.8 合成全系统能量平衡汇总384 设备选型及管道计算404.1 管道计算404.2 设备选型42结论43致谢44参考文献45年产五万吨合成氨合成段设计摘要：本次课程设计任务为年产五万吨合成氨工厂合成工段的工艺设计，氨合成工艺流程一般包括分离和再循环、氨的合成、惰性气体排放等基本步骤，上述基本步骤组合成为氨合成循环反应的工艺流程。其中氨合成工段是合成氨工艺的中心环节。新鲜原料气的摩尔分数组成如下：H2 73.25%，N2 25.59%， CH4 1.65%,Ar 0.51%合成操作压力

3、为31MPa，合成塔入口气的组成为NH3(3.0%),CH4+Ar(15.5%),要求合成塔出口气中氨的摩尔分数达到17%。通过查阅相关文献和资料，设计了年产五万吨合成氨厂合成工段的工艺流程，并借助CAD技术绘制了该工艺的管道及仪表流程图和设备布置图。最后对该工艺流程进行了物料衡算、能量衡算，并根据设计任务及操作温度、压力按相关标准对工艺管道的尺寸和材质进行了选择。关键词：物料衡算，氨合成，能量衡算The Design of 50kt/a Synthetic Ammonia ProcessAbstract: There are  many types of Ammonia synth

4、esis technology and process, Generally,they includes ammonia synthesis, separation and recycling, inert gases Emissions and other basic steps, Combining the above basic steps turnning into the ammonia synthesis reaction and recycling process , in which ammonia synthesis section is the central part o

5、f a synthetic ammonia process.The task of curriculum design is the ammonia synthesis section of an annual fifty thousand tons synthetic ammonia plant . The composition of fresh feed gas is: H2(73.77%),N2(24.56%),CH4(1.27%),Ar(0.4%), the temperature is 35, the operating pressure is 31MPa, the inlet g

6、as composition of the Reactor is : NH3(3.0%),CH4+Ar(15.7%),it Requires the mole fraction of ammonia reacheds to 16.8% of outlet gas of synthesis reactor. By consulting the relevant literature and information,we designed the ammonia synthesis section of an annual fifty thousand tons synthetic ammonia

7、 plant, with the help of CAD technology,we designed piping and instrument diagram and equipment layout. Finally,we did the material balance accounting ,and the energy balance accounting of the process, also we selected piping size and material according to the design operation of temperature, pressu

8、re and relevant standards .Keywords: ammonia synthesis section material balance accounting energy balance accounting1 引言1.1 氨的基本用途氨是基本化工产品之一，用途很广。化肥是农业的主要肥料，而其中的氮肥又是农业上应用最广泛的一种化学肥料，其生产规模、技术装备水平、产品数量，都居于化肥工业之首，在国民经济中占有极其重要的地位。各种氮肥生产是以合成氨为主要原料的，因此，合成氨工业的发展标志着氮肥工业的水平。以氨为主要原料可以制造尿素、硝酸铵、碳酸氢铵、硫酸铵、氯化铵等氮素肥料

9、。还可以将氨加工制成各种含氮复合肥料。此外，液氨本身就是一种高效氮素肥料，可以直接施用，一些国家已大量使用液氨。可见，合成氨工业是氮肥工业的基础，对农业增产起着重要的作用。我国的氮肥工业自20世纪50年代以来, 不断发展壮大, 目前合成氨产量已跃居世界第一位, 现已掌握了以焦炭、无烟煤、焦炉气、天然气及油田伴生气和液态烃多种原料生产合成氨、尿素的技术, 形成了特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的生产格局。目前我国合成氨氮肥厂有大中小型氮肥装置近千个, 大型氮肥装置重复引进32 套, 国产化装置超过20套, 中型装置近百套, 小型装置约600 套, 合成氨生产能力达到4500

10、万t /a。氮肥工业已基本满足了国内需求, 在与国际接轨后, 具备与国际合成氨产品竞争的能力, 今后发展重点是调整原料和产品结构, 进一步改善经济性。只有通过科技进步对经济增长的贡献率来实现, 这也是今后发展合成氨氮肥工业新的增长点。合成氨工业是氮肥工业的基础, 在国民经济中占有重要的地位。我国大多数合成氨企业的煤制气技术沿用固定床水煤气炉, 炉型老化、技术落后、能源利用率低、原料价格高, 是当前急需进行技术改造的重点。目前合成氨工业的发展方向是优化原料路线, 实现制氨原料的多元化, 引进先进的煤气化工艺制取合成气, 降低产品成本, 改善生产环境; 同时研究开发简单可行, 又可就地取得原料制取

11、合成气的洁净煤气化技术, 这也是我国目前占氮肥生产总量60% 左右的中小型氮肥厂亟待要解决的问题。在这种背景下，该项目以“年产5万吨合成氨合成工段工艺设计”为设计课题，对合成氨合成工段的各种工艺条件和设备选型等进行深入的研究。1.2 合成氨技术的发展趋势由于石油价格的飞涨和深加工技术的进步,以“天然气、轻油、重油、煤”作为合成氨原料结构、并以天然气为主体的格局有了很大的变化。基于装置经济性考虑,“轻油”和“重油”型合成氨装置已经不具备市场竞争能力, 绝大多数装置目前已经停车或进行以结构调整为核心内容的技术改造。其结构调整包括原料结构、品质构调整。由于煤的储量约为天然气与石油储量总和的10倍,以

12、煤为原料制氨等煤化工及其相关技术的开发再度成为世界技术开发的热点, 煤有可能在未来的合成氨装置原料份额中再次占举足轻重的地位, 形成与天然气共为原料主体的格局。根据合成氨技术发展的情况分析, 估计未来合成氨的基本生产原理将不会出现原则性的改变, 其技术发展将会继续紧密围绕“降低生产成本、提高运行周期, 改善经济性”的基本目标,进一步集中在“大型化、低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行”等方面进行技术的研究开发。大型化、集成化、自动化, 形成经济规模的生产中心、低能耗与环境更友好将是未来合成氨装置的主流发展方向。在合成氨装置大型化的技术开发过程中, 其焦点主要集中在关键性的工序和设备, 即合成

13、气制备、合成气净化、氨合成技术、合成气压缩机。在低能耗合成氨装置的技术开发过程中, 其主要工艺技术将会进一步发展。第一,以“油改气”和“油改煤”为核心的原料结构调整和以“多联产和再加工”为核心的产品结构调整, 是合成氨装置“改善经济性、增强竞争力”的有效途径。第二,实施与环境友好的清洁生产是未来合成氨装置的必然和惟一的选择。生产过程中不生成或很少生成副产物、废物, 实现或接近“零排放”的清洁生产技术将日趋成熟和不断完善。第三,提高生产运转的可靠性, 延长运行周期是未来合成氨装置“改善经济性、增强竞争力”的必要保证。有利于“提高装置生产运转率、延长运行周期”的技术, 包括工艺优化技术、先进控制技

14、术等将越来越受到重视。1.3 合成氨常见工艺方法氨的合成是合成氨生产的最后一道工序，其任务是将经过精制的氢氮混合气在催化剂的作用下多快好省地合成为氨。对于合成系统来说，液体氨即是它的产品。工业上合成氨的各种工艺流程一般以压力的高低来分类。1.3.1 高压法操作压力70100MPa，温度为550650。这种方法的主要优点是氨合成效率高，混合气中的氨易被分离。故流程、设备都比较紧凑。但因为合成效率高，放出的热量多，催化剂温度高，易过热而失去活性，所以催化剂的使用寿命较短。又因为是高温高压操作，对设备制造、材质要求都较高，投资费用大。目前工业上很少采用此法生产。1.3.2 中压法操作压力为2060M

15、Pa，温度450550，其优缺点介于高压法与低压法之间，目前此法技术比较成熟，经济性比较好。因为合成压力的确定，不外乎从设备投资和压缩功耗这两方面来考虑。从动力消耗看，合成系统的功耗占全厂总功耗的比重最大。但功耗决不但取决于压力一项，还要看其它工艺指标和流程的布置情况。总的来看，在1530Pa的范围内，功耗的差别是不大的，因此世界上采用此法的很多。1.3.3 低压法操作压力10MPa左右，温度400450。由于操作压力和温度都比较低，故对设备要求低，容易管理，且催化剂的活性较高，这是此法的优点。但此法所用催化剂对毒物很敏感，易中毒，使用寿命短，因此对原料气的精制纯度要求严格。又因操作压力低，氨

16、的合成效率低，分离较困难，流程复杂。实际工业生产上此法已不采用了。合成氨工艺流程大概可以分为：原料气的制备；原料气的净化；气体压缩和氨的合成四大部分。1.4 设计条件(1)生产能力：液氨产量为50kt/a。(2)新鲜氮氢气组成如下表：组成H2N2CH4Ar合计摩尔分数/%73.2524.591.650.51100(3)合成塔入口气： 为3.0%，为15.5%。(4)合成塔出口气： 为17%。(5)合成操作压力：31MPa。(6)新鲜气温度：35。(7)其他部位的温度和压力，见流程图。(8)水冷却器的冷却器温度：25。(9)以下各项再计算中，有些部位略去不计。(i)溶解液氨中的气体量；(ii)部

17、分设备和管道的阻力；(iii)部分设备和管道的热损失。1.5 物料流程示意图流程简介：在油分离器出口的循环气中补充从净化工序送来的新鲜氮氢气，进入冷交换器和氨冷器进一步冷却，使其中的氨气绝大部分被冷凝分离出去。循环气进入合成塔，进塔走塔内间隙，温度稍升高，引出到外部热交换器再次升高温度。第二次入合成塔，经塔内热交换器加热并在催化作用下发生合成反应，温度升高出塔后一次经废热锅炉、热交换器和软水预热器回收热量，然后再经水冷却器冷却，使气体中部分氨液化，进到氨分离器分离出液氨。气体则进入循环压缩机补充压力形成循环回路。在油分离器出口补充了新鲜氮氢气入冷交换器。从冷交换器中的氨分离器分离出的液氨与由氨

18、分离器分出的液氨汇合入液氨贮槽。由于液氨贮槽压力降低，则溶于液氨的气体和部分氨被闪蒸出来，即所谓驰放气送出另外处理。另外为限制循环气中惰气含量的积累，使其浓度不致于过高，故在氨分离器后放出一部分循环气，成为放空气。从整个系统而言，进入系统的是新鲜氮氢气，离开系统的是产品液氨、驰放气、和空气。图1.1 氨合成工序物料流程示意图1新鲜氮气；12放空气；20驰放气；21产品液氨为计算方便起见，在流程图中各不同部位的物料，用数字编号表示。2 物料衡算以1t氨为基准。2.1 合成塔入口气组成(摩尔分数)(3点)已知入口气的NH3和CH4+Ar浓度，并假定氢与氮的比例为3。因此NH3: (已知)H2: N

19、2: CH4: Ar: 入塔气组成列入下表(包括3,4,5点)组分NH3H2N2CH4Ar合计摩尔分数/%3.00061.12520.37511.8143.6861002.2 合成塔出口气组成(6点)假定入塔器为100kmol,列方程求解。氨生成量：根据反应式，在合成塔内，气体总物质的量的减少，应等于生成氨的物质的量。因此可写成联立方程：生成的氨的物质的量 (1) 总物质的量的减少量 (2)联立解出 或 式中：nNH3-合成塔中生成的氨，kmol n3-入口气总物质的量，kmol n6-出口气总物质的量，kmol y3,NH3-合成塔入口氨摩尔分数 y6,NH3-合成塔出口氨摩尔分数将已知数据

20、代入，则 出塔气总物质的量 所以出塔气组成(6点)NH3: (已知)H2: CH4: N2: Ar: 出塔气组成列入下表(包括6,7,8,9,10点)组成NH3H2N2CH4Ar合计摩尔分数/%17.00049.04516.34813.4204.1871002.3 合成率计算反应掉的N2，H2与入塔气中的N2，H2气之比。按下式计算。合成率 2.4 氨分离器出口气液组成计算FFiV,yiL,xi设合成反应后在水冷器内部分氨被液化，气液已达到相平衡。进入氨分离器的物料为气液混合物，物量为F，物料组成为F1；分离器出口气相组分为yi，气量为V;分离器出口液相组分为xi，液量为L。已知进口物料组成F

21、i,即合成出口气组成，前已求出。假定F=1kmol对于每个组分的物料平衡： (1)根据气液平衡关系 (2)式中：mi为各组分的相平衡常数。把式(2)代入式(1)得 或 (3)式中：Li为液相中各组分的量。总液量 (4)液体组分的摩尔分数 (5)气体总量 (6)气体组分含量，按(2)式 (7)对以上各式求解，需用试差法，现采用直接迭代法进行计算。已知分离器入口气液混合物组成即6点值。组分合计摩尔分数0.170.49050.163480.134200.041871查下各组分的相平衡常数(mi)0.1127.534.58.238先设，假定入口气液混合物量并假定。以代入式(3)计算，计算结果如下。液相

22、中各组分的量：液相总量： 分离后气相总量：计算气液比：误差设，计算得 误差设，计算得 误差设，计算得 误差以代入式(3)计算，计算结果如下：计算得 误差在允许范围之内，假定值可以认定。液体组成(摩尔分数)：按计算，计算结果列入下表：表2.1 氨分离器出口液体组成(17点)组成NH3H2N2CH4Ar合计摩尔分数/%95.6818%1.9259%0.5121%1.7551%0.1191%100.000分离后气体组成：计算NH3: 同法计算其他组分，结果列入下表。表2.2 氨分离器出口气体组成(11,12,13,14,15点)组成NH3H2N2CH4Ar合计摩尔分数/%10.5177%52.917

23、2%17.6528%14.3810%4.5222%100.0002.5 冷交换器分离出的液体组成(18点) 由于从氨分离器出口气经循环机和油分离器后进入冷交换器系统，此前已有部分气体放空并补充了新鲜气，因此气量和其组成均发生了变化。而冷交换器出口气即是合成塔入口气，其组成已在前面算出。因此在冷交换器中的氨分离器分离出的液氨，应与出口气成平衡，由气液平衡关系可以求出。其关系式为从手册差得在操作条件下()的相平衡常数如下表：0.030570752540冷交换器出口液体组成，根据计算。计算结果列入下表(18点)：组成NH3H2N2CH4Ar合计摩尔分数0.983610.008730.002720.0

24、04730.000112.6 液氨贮槽驰放气和液相组成的计算L17,x17,i17L18,x18,i18X19,i19V,yi20L,xi21氨分离器出口液氧(17点)与冷交换器的氨分出口液氨(18点)汇合于贮槽(19点) 由于减压，溶在液氨中的气体会解析出来和部分氧的蒸发气形成弛放气。水冷后的氨分离嚣分离的液氨占总量的摩尔分数G可由下式计算：代入已知数据：取G=53.3%则氨分离器的分离液氨占53.3%，冷交换器分离液氨占46.7%。根据物料衡算按下式计算混合后液氨组成。计算结果列入下表(19点)组成NH3H2N2CH4Ar合计摩尔分数/%96.936%1.434%0.400%1.156%0

25、.068%100.000根据氨贮槽的压力差得气液平衡常数，如下表0.598575620170540在液氨贮槽中，类似于闪蒸过程，仍按氨分离器的计算方法，假定一个V/L初值，经过试差，求得计算结果，如下表。现按试差最后的V/L值，具体计算如下。设代入下式。(假定入槽液量)则液氨中各组分的物质的量： 误差以代入式(3)计算，计算结果如下：计算得 误差在允许范围之内，假定值可以认定。液体组成(摩尔分数)：按计算。NH3:其它组分计算结果列入下表(21点，产品液氨组成)组成NH3H2N2CH4Ar合计摩尔分数/%99.879%0.033%0.009%0.087%0.002%100.000驰放气气体组成

26、：计算NH3: 其它组分计算结果列入下表(20点，驰放气组成)组成NH3H2N2CH4Ar合计摩尔分数/%59.751%19.188%5.361%14.713%0.908%100.0002.7 液氨贮槽物料衡算以液氨贮槽出口1t纯液氨为基准，折成标准状况下的气体体积，以m3为单位计，则其中各组分的体积，按NH3: H2: N2: CH4: yeAr: 液氨贮槽驰放气体积，按计，则驰放气体积：NH3: H2: N2: CH4: Ar: 液氨贮槽出口总物料体积： 因此入口总物料也应与出口相等：入口物料各组分体积按计算，结果为：NH3: H2: N2: CH4: Ar: 由计算，计算结果列入下表：组

27、成NH3H2N2CH4Ar合计摩尔分数/%96.942%1.432%0.400%1.157%0.069%100.000结果与基本相同。2.8 合成循环回路总物料衡算(各个部位物料量)(1)对整个回路做衡算，可求出补充新鲜气量V1，放空气量V12，一级合成塔进气量V3和出气量V6。合成循环回路可简化如下示意图。补充气 V补=V1放空气 V放=V12驰放气V驰=V20V入=V3产品液氨L21V出=V6合成塔贮槽图2.1 合成循环回路简图以1t产品氨为基准，即等于1319.2433m3(液氨折成标准状况下气体体积)。为方便计算，把前已算得已知数据列入下表：名称NH3H2N2CH4Ar气量/m3补充气

28、100.73250.24590.01650.0051V1放空气120.105180.529270.176530.143800.04522V12驰放气200.597510.191880.053610.147130.009451104.0883产品液氨210.998790.000330.000090.000870.000021319.2433合成塔入口30.030000.611250.203750.118140.03686V3合成塔出口60.170000.490450.163480.134200.04187V6(2)首先列出以下元素平衡和总物料平衡方程(式中液氨忽略溶解物，以100% NH3计)氢

29、平衡：以体积量计算(下同) (1)氮平衡： (2)惰气平衡： (3)氨平衡：合成塔内生成的氨应等于排出的氨 (4)总物料平衡：合成反应后进出口气体体积减少了V3- V6 (5)把式(1)与式(2)合并，将已知数据代入式(1)与式(2)式(1)： (1)式(2)： (2)式(1)加式(2)得： (6)数据代入式(3)得： (3)将式(3)与式(6)联立解得：将已知数据V1和V12的值代入式(4)与式(5)。式(4)： (4)式(5)： (5)(4)与(5)联立解得：(3)合成塔进出口物料量(各组分的量)a. 入塔总物料量： 其中各组分的量按照计算。b. 出塔总物料量，其中各组分量按照计算。(4)

30、废热锅炉出口，热交换器出口和软水预热器出口物料，组成未发生变化与合成出口相同，即(5)水冷却器和氨分离器物料量a水冷却器入口气即软水预热器出口气V9。水冷却器出口总物料未发生变化。由于有部分氨被液化，出口物料实际为气液混合物。其总量和总组成与入口完全一致。即经氨分离器后，分为气相和液相两股物料。即 (Ll7量暂以气体体积计)按前面氨分器气液平衡算得气液比： 和 由以上两式可以解得L17换算成质量 b. 氨分离器出口气体组分的体积，按计算。 氨分离器出口液体组分的量，按计算。(6)循环机入口V13和出口V14：由流程图上表明进入循环机之前，有放空气放出。所以 其中各组分的量按照计算。放空气中各组

31、分的量：按计算。(7)冷交换器进出口物料a. 进气量：V2=循环机出口加上补充气的量 即b. 补充气中各组分的量：按计算。c. 冷交换器入口气体各组分的量：按计算。d. 冷交换器入口气体组成(2点)：按照计算。其他组分的计算结果如下表(2点)组成NH3H2N2CH4Ar合计摩尔分数0.007650.582430.194670.110520.034731.000e. 冷交换器出口气体的量V3其中各组分的量按计算。f. 冷交换器出口液氨的量：它是进出口气体体积之差。其中分组分的量按计算。g. 液氨贮槽物料衡算(均以标准状况下气体体积计)进入贮槽的液氨量：贮槽中排除产品液氨的量：(标准状况)结果与计

32、算基准基本一致。(8)物料衡算结果汇总如下：(以下物料量均在标准状况下，按1t,NH3计算。)补充新鲜气(1点) 氨冷器入口气(2点)合成塔进出口(3,4,5点)合成塔出口(6,7,8,9点)水冷却器出口(10点)(气液混合，以气体计)氨分离器出口气体(11点)放空气(12点)循环压缩机进出口气(13,14点)氨冷器进出口(15,16点)(气液混合)氨分离器液体出口(17点)冷交换器液体出口(18点)两股液氨合并(19点)驰放气(20点)产品液氨(21点) (9)各部位的物料组成和数量，分别列表如下。其中把以1t氨为基准的量，这算为按生产量每小时的氨产量为6.625t的体积(m3/h)和其物质

33、的量(kmol/h)作为能量衡算依据。表2.3 合成塔一次入(3点)，一次出(4点)，二次入(5点)组成摩尔分数/%m3/t NH3m3/hkmol/hNH33335.28952221.292999.1649H261.1256831.523445258.84252020.4840N220.3752277.174515086.2808673.4947CH411.8141320.37008747.4514390.5112Ar3.686411.95902729.2285121.840610011176.316474043.09623305.4954表2.4 合成塔出口(6点和7,8,9，10点)组成

34、摩尔分数/%m3/t NH3m3/hkmol/hNH317.0001660.359010999.8782491.0660H249.0454790.135631734.64861416.7254N216.3481596.711910578.2162472.2418CH413.4201310.70698683.4333387.6533Ar4.187408.93662709.2053120.94671009766.817564705.16592888.6235表2.5 氨分离器出口气(11点)组成摩尔分数/%m3/t NH3m3/hkmol/hNH310.518949.01736287.239628

35、0.6803H252.9274775.493331637.64331412.3948N217.6531592.793510552.2572471.0829CH414.3801297.47758595.7888383.7406Ar4.522408.01072703.0707120.67281009022.792459775.99972668.5714 表2.6 循环机入，出口(13,14点)组成摩尔分数/%m3/t NH3m3/hkmol/hNH310.518920.81506100.3993272.3393H252.9274633.578230697.45531370.4221N217.653

36、1545.459910238.3444457.0836CH4414.3801258.91998340.3444372.3368Ar4.522395.88572622.7425117.08671008754.658657999.61322589.2684表2.7 放空气(12点)组成摩尔分数/%m3/t NH3m3/hkmol/hNH310.51828.2023186.84038.3411H252.927141.9152940.188041.9727N217.65347.3337313.585613.9994CH414.38038.5577255.444511.4038Ar4.52212.125

37、080.32823.5861100268.13381776.386479.3030表2.8新鲜补充气(1点)组成摩尔分数/%m3/t NH3m3/hkmol/hNH30000H273.252271.456415048.3983671.8035N224.59762.52715051.7422225.242CH41.6551.1659338.974215.1382Ar0.5115.8149104.77384.67741003100.964320543.8885917.1379表2.9 冷交换一入(2点)，一出(15点)，二入(16点)组成摩尔分数/%m3/t NH3m3/hkmol/hNH37.7

38、65920.68916098.9027272.2725H258.2436905.070445746.09172042.2362N219.4672307.934115290.0635682.5921CH411.0521310.28348680.6278387.5280Ar3.473411.74582727.8158121.777510011855.622978543.50173506.4063表2.10 氨分离器出口液氨(17点)组成摩尔分数/%m3/t NH3m3/hkmol/hNH395.682711.89814716.3249210.5502H21.92614.329994.93574.2

39、382N20.5121.12677.46420.3332CH41.7553.905925.87671.1552Ar0.1190.26481.75460.0783100744.02514929.1663220.0520表2.11 冷交换器出口液氨(18点)组成摩尔分数/%m3/t NH3m3/hkmol/hNH398.361668.17264426.6439197.6180H20.8735.930339.28851.7540N20.2721.847712.24110.5465CH40.4733.213121.28690.9503Ar0.010.00680.04500.0020100679.306

40、54500.4056200.9110表2.12 驰放气组成(20点)组成摩尔分数/%m3/t NH3m3/hkmol/hNH351.75162.1938412.033918.3944H219.18819.9725132.31765.9070N25.3615.580236.96871.6504CH414.71315.3145101.45864.5294Ar0.9080.94516.26140.2759100104.0883689.585030.7850表2.13 液氨贮槽入口(19点)组成摩尔分数/%m3/t NH3m3/hkmol/hNH396.9361379.81739141.2897408

41、.0933H21.43420.4120135.22956.0370N20.4005.693737.72091.6840CH41.15616.4549109.01354.8667Ar0.0680.96796.41260.286399.9941423.33169429.5719420.9630表2.14 产品液氨(21点)组成摩尔分数/%m3/t NH3m3/hkmol/hNH399.8791317.64708729.4115389.7059H20.0330.43542.88420.1288N20.0090.11870.78660.0351CH40.0871.14777.60380.3395Ar0

42、.0020.02640.17480.00781001319.24338739.9869390.17803 能量衡算 根据已知条件和物料衡算结果，对整个系统的各个设备进行能量衡算。从回路中任何一个设备开始计算均可。现从合成塔开始，逐次对各单元设备进行能量衡算。 3.1 合成塔能量衡算计算基准：以小时产量(单位为kmol/h)为基准。温度基准为O(热力学温度273.2 K，计算中涉及的温度实为温差)。Q3Q5Q6Q4QKQ损图3.1 合成塔能量平衡示意图热平衡式： 式中：Q3，Q4，Q5，Q6均为显热，需热容数据。计算中先按常压下求取，然后再进行压力校正。(利用普遍化热容差校正图) (1)合成塔一

43、次入塔气带入热量Q3 根据合成塔一次入气，,求得 )(2)合成塔二次入塔气带入热量Q5由已知t5= 180，p5= 30.8 MPa求得 (3)合成塔一次出塔气带出热量Q4 由已知t4= 50，p4= 30.9 MPa求得 (4)合成塔二次出塔气带出热量Q6由已知t6= 360，p6= 30 MPa求得 (5)合成反应热QR反应热数值，由小氮肥工艺设计手册查图取：-HR=53509.86J/mol NH3 由物料衡算知，塔内反应生成氨为 则合成反应热为 热平衡减差值为热损失占总收入热 根据经验，此数据是合理的。合成塔内温升核算：由于二次入塔温度为180，经过反应后，温度升高后的数值，应为出口气

44、体温度。按下速公式进行核算式中：为进出口平均摩尔定压热容； ，氨净值； ,入塔气量。则 与设定的出口温度360相差无几，可以认为计算正确。表3.1 合成塔能量平衡汇总表收入项支出项项目热量/KJ·h-1项目热量/KJ.h-1一次入塔气Q33189132一次入塔气Q45199379二次入塔气Q518236953二次入塔气Q434954516反应热QR20970573热损失Q损2242763小计42396658小计42396658Q6 360软水蒸汽 Q7 250Q损3.2废热锅炉能量衡算图3.2 废热锅炉能量平衡示意图通过衡算，可求得废热锅炉热负荷，从而可知生产蒸汽量。(1)入口气带入

45、热Q6 (2)出口气带出热Q7按前速方法求取摩尔定压热客Cp，m由 t7=250，p7=29.2 MPa求得 Q7= 24306972kJ/h(3)废热锅炉热负荷 (4)可副产蒸汽量设定软水温度为90，其焓，饱和蒸汽压力为1.3 MPa(绝)，其焓如考虑2%的热损失，则由热平衡，可求得蒸汽量：软水带入热量为1634490kJ/h蒸汽带出热量为12069084kJ/h热损失为 表3.2 废热锅炉能量平衡汇总表收入项支出项项目热量/kJ·h-1项目热量/kJ·h-1进炉热气Q634954516出炉热气Q724306972软水带入热Q水1634490蒸汽带出热Q汽12069084

46、热损失Q损212950小计36589006小计365890063.3 热交换器能量衡算 冷、热气体的热量，已有三项由合成塔和废热锅炉的能量衡算确定。此处计算目的是确定出口热气体的温度t8。(1)冷气体(即合成一次出塔气)带入热量Q7Q8Q4Q5图3.3 热交换器能量平衡示意图(2)冷气体(即合成二次入塔气)带出热量(3)热气体(即废热锅炉来气)带入热量(4)热气体出口带出热量 根据此值，按显热计算，求得出口温度为115。表3.3 热交换器能量平衡汇总表收入项支出项项目热量/kJ·h-1项目热量/kJ·h-1合成一次出塔气Q45199379去合成二次入塔气Q518236953废热锅炉来气Q724306972热气出口去软水预热器Q811269398小计29506351小计295063513.4